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1、4、3 塔设备设计4、3、1 设计规范塔设计规范如表4、3、1。表4、3、1 设计规范规范标准号石油化工塔形设备设计规范SH 3098-2011石油化工塔盘设备设计规范SH 3088-1998石油化工钢制塔、容器现场组焊施工工艺标准SH3524-1999建筑抗震设计规范GB 50011-2010建筑结构载荷规范GB 50009-20014、3、2 设计要求作为主要用于传质过程得塔设备,必须保证气液两相充分接触,以获得较高得传质效率;同时还应充分考虑设备得经济费用。为此,塔设备应满足以下基本要求:1)气液两相充分接触,分离效率高;2)生产能力大,即气液相处理量大;3)操作弹性大,对气液相负荷波动
2、具有较强得适应性,即能维持操作得稳定性,保持高得分离效率;4)流体流动阻力小,流体通过塔设备得压降小;5)结构简单可靠,材料耗用量少,制造安装容易,以降低设备投资,同时尽可能降低操作费用;6)耐腐蚀与不易堵塞。本厂有5个塔,我们对其进行了详细设计,并以精馏塔T201为例阐述详细得计算与选型过程。4、3、3 工艺参数设计4、3、3、1 生产能力根据Aspen模拟得到塔T201进料量为66、032kmolh(泡点进料),塔顶采出量为6、603kmolh,塔底物料流量为59、429kmolh。4、3、3、2操作参数精馏塔T101操作参数如表4、3、2。表4、3、2 精馏塔T101操作参数操作压力回流
3、比进料状态理论板数进料位置0、1MPa0、07705泡点进料3014、3、3、3物料衡算与能量衡算(1)物料衡算选取整个塔作为衡算系统,则其共有3股物料:进料、塔顶出料、塔底出料,故有 66、032=6、603+59、429(单位:kmol / h)。(2)能量衡算同样选取整个塔作为衡算系统,则能量可分为两部分:加热负荷与冷却负荷。由Aspen 模拟结果可知,加热负荷为5071、37kW,冷凝负荷为-4958、21kW。4、3、4 基本结构设计4、3、4、1塔设备选型原则气液传质分离用得最多得为塔式设备。它分为板式塔与填料塔两大类。板式塔与填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程,但两者各有优缺
4、点,根据具体情况进行选择。(1)下列情况优先选择填料塔1)在分离程度要求高得情况下,因某些新型填料具有很高得传质效率,故可采用新型填料以降低塔得高度;2)对于热敏性物料得蒸馏分离,因新型填料得持液量较小,压降小,故可优先选择真空操作下得填料塔;3)具有腐蚀性得物料,可选用填料塔,因为填料塔可采用非金属材料,如陶瓷、塑料等;4)容易发泡得物料,宜选用填料塔。(2)填料塔优点1)小直径塔费用低,便于安装;2)液压降低,有利于真空精馏;3)用于难分离得场合以降低塔高;4)用于腐蚀严重得场合,在这种情况下可采用耐腐蚀材质填料;5)适合于发泡物系;6)改造老塔,增加通量,减少消耗,提高产品质量;7)用于
5、间歇精缩,因为填料塔得持液量低。(3)下列情况优先选择板式塔1)塔内液体滞液量较大,操作负荷变化范围较宽,对进料浓度变化要求不敏感,操作易于稳定;2)液相负荷较小;3)含固体颗粒,容易结垢,有结晶得物料,因为板式塔可选用液流通道较大得塔板,堵塞得危险性较小;4)在操作过程中伴随放热或需要加热得物料,需要在塔内设置内部换热组件,如加热盘管,需要多个进料口或多个侧线出料口。这就是因为一方面板式塔得结构上容易实现,另外,塔板上有较多得滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热;5)在较高压力下操作得蒸馏塔仍多采用板式塔。(4)板式塔得优点1)对于大直径塔设备费用低;2)不易堵塞,且易清理;3)适合大液量操
6、作。因为板式塔气流为错流,流量增大对气体负荷影响不大;4)适合中间内部换热、侧线出料多得场合。(5)体系特点本厂工艺液相负荷相对气体负荷较大;物料洁净且无腐蚀。比较分析板式塔与填料塔各自得特点,结合该塔体系得特点,从分离效率、成本与操作维修等方面考虑,主要分离段精馏塔选用板式塔。选用板式塔可以控制成本,有较高得操作弹性,同时维修方便。4、3、4、2塔板选型原则(1)板式塔塔板种类根据塔板上气液两相得相对流动状态,板式塔分为穿流式与溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定,很少使用。(2)各种塔板性能比较工业上需分离得物料及其操作条件多种多样,为了适应各种不同得操作要求,迄今已
7、开发与使用得塔板类型繁多。这些塔板有各自得特点与适用体系,几种主要塔板得性能比较见表4、3、3。表4、3、3 塔板性能比较类型优点缺点应用条件泡罩塔板操作弹性较大,液气比范围大,不易堵塞,适于处理各种物料,操作稳定可靠结构复杂,造价高,塔板压降大,生产能力及板效率较低在设计中除特殊需要(如分离粘度大、易结焦等物系)外一般不宜选用浮阀塔板结构简单,制造方便,造价低,塔板开孔率高,生产能力大,操作弹性大,气液接触时间长,塔板效率高处理易结焦,粘度大得物料时,阀片易与塔板粘结,在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象,使塔板效率与操作弹性较大分离要求高筛孔塔板结构简单,造价低,板上液面落差小,气体
8、压降低。生产能力较大,气体分散均匀,传质效率高筛孔易堵塞,不易处理易结焦、粘度大得物料工业应用中以小孔径筛板为主,大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦等物系)舌形塔板操作气速大,可增大处理能力,塔盘上无液面落差,持液量少,故压力降低,塔盘开孔率较大,气液处理量液胶泡沫型塔盘有所提高液体在塔盘上得停留时间段内,塔板效率低于筛板,舌片尺寸及张角影响塔板效率及操作稳定性分离要求较低得闪蒸浮喷板压力降小浮板易脱落分离要求较低得减压穿流筛板结构简单操作范围窄用于小直径得精馏塔表4、3、4就是几种主要塔板得应用范围。表4、3、4 塔板应用范围塔板类型相对生产能力相对板效率操作范围压降结构成本
9、泡罩板11、0 10-100高复杂1、0 筛板1、2-1、41、135-100低简单0、4-0、5穿流筛板1、2-1、50、850-100低最简单0、5浮阀板1、2-1、31、210-100中一般0、7-0、9(3)塔板得选择本厂得分离过程,生产能力要求高,操作较为稳定,负荷变化不大,对操作范围得要求不高。综合考虑塔板得效率、分离效果与设备得成本、制造、维修等,我们选择目前使用较为广泛得生产能力较大、操作弹性较大及塔板效率高得浮阀塔。浮阀得类型很多,目前国内使用得浮阀有六种,最常用得时V-1型(即F1型),V-4型,其中V-1型浮阀最为普遍,因为V-1型浮阀已有系列化标准,各种设计数据完善,便
10、于设计与对比,因此综合考虑,本厂得5个精馏塔选择浮阀塔(V-1型塔板)。V-1型浮阀得示意图见图4、3、1。图4、3、1 V-1型浮阀(4)降液管得类型与溢流方式1)降液管得类型降液管时塔板间流体流动得通道,也就是使溢流液中所夹带气体得意分离得场所。降液管有圆形与弓形两类。通常圆形降液管一般只用于小直径塔,对于直径较大得塔,常用弓形降液管;2)流型选择溢流方式与降液管得布置有关,常用得有以下几种形式: U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流等(见图4、3、2)。(a)U 型流:液体流径最长,可以提高版效率,其板面利用率最高,但液面落差大,仅用于小塔及液体流量小得场合;(b)单溢流:液体流径较长,
11、塔板效率较高,塔板结构简单,加工方便,广泛应用于直径2、2m以下得塔中;(c)双溢流:此种溢流方式得优点就是液体流径短,从而降低液面落差,但塔板结构复杂,板面利用率低,一般用于直径大于2m得塔中及气液比大得场合;(d)阶梯式双溢流:此种溢流方式可在不缩短液体流径得情况下减小液面落差小,但塔板结构最复杂,只适用于塔径很大、液流量很大得特殊场合。图4、3、2 塔板流型(a)单溢流流型 (b)U型流 (c)双溢流流型(d)阶梯式(同一板高) (e)阶梯式(不同一塔高)分离塔T201分离未反应得丙烯与环氧丙烷得过程,生产量较大,生产能力要求高,并要求具有一定得操作弹性。综合考虑塔板效率、分离效果与设备
12、得成本、制造以及后期得维修等,我们选用浮阀塔。4、3、5 T101详细设计4、3、5、1 基本数据根据Aspen软件得模拟结果,回流比为3、0288,共有30块塔板,其中精馏段有12块,提馏段有18块。各理论板上得流量见表4、3、5。表4、5、6为分离塔在操作条件下得物料特性。表4、3、5 体积流量表StageMass flow liquid fromMass flow vapor fromkg/hrkg/hr11119、4818902841、61281119、481893841、61281119、481894841、61281119、481895841、61281119、481896841、
13、61281119、481897841、6127991119、481898841、6127841119、481899841、6123061119、4818810841、5977281119、481411841、153221119、4668212828、818821119、02231133786、669161064、49072143786、669071064、53823153786、669081064、53814163786、669091064、53815173786、66911064、53817183786、669091064、53818193786、669081064、53818203786、
14、669051064、53818213786、6691064、53817223786、668931064、53816233786、668831064、53815243786、66881064、538132526272829303786、6693786、673786、672263786、610263781、419962722、130861064、538181064、538431064、539391064、541521064、479421059、28911表4、3、6 T201操作条件下得物料特性气相平均体积流量 V(m3/h)液相平均体积流量L(m3/h)气相平均密度(kg/m3)液相平均密度(k
15、g/m3)液相表面张力(mn/m)精馏段215、8510、4541、175611、97517提馏段211、6924、0411、875673、647204、3、5、2 塔径得计算塔板允许得有效空塔气相速度 (4-18)式中:塔径,m;塔内气体流量,m3/s;空塔气速,即按空塔截面积计算得气体线速度,m/s。 (4-19)式中: 液相密度,kg/m3;气相密度;kg/m3;极限空塔气速,m/s;负荷系数,m/s。 (4-20)式中:操作物系得负荷系数,m/s;操作物系得液体表面张力,mN/m。 (4-21) (4-22)式中: 气相密度,/m3 ; 液相密度,/m3;V 气相流量,m3/h; 液相
16、流量,m3/h; (4-23)式中: 塔板间距,m; 板上清液层高度,m。当表面张力为时,用上式进行修正。C20值可由下图查得,也可由曲线回归成方程计算得到。Smith 关联图见图4、3、3。图4、3、3 smith 关联图按照上述计算公式初估塔径后,要加以圆整,当塔径小于1m时,间隔按0、1m进行圆整;当塔径大于1m时,间隔按0、2m进行圆整。对于塔T201:选取板间距=0、6m;板上清液层高度=0、1m;可得:=( 4、041/ 211、692)x(673、647/1、875)0、5=0、362查图得:C20=0、068,由(4-20)得:=0、 068*(20*10-3/20)0、2=0
17、、017代入式(4-19),得:=0、017*(673、647-1、875)/ 1、875)0、5=0、322( m/s)代入式(4-21),并取安全系数为0、7,得:u=0、7ug max=0、7*0、322=0、225m/s代入式(4-18),得:=(4*211、692/3600/3、14/0、225)0、5=0、577m塔径向标准圆整后D=700mm;塔截面积= 3、14/4D2=3、14/40、72=0、38465m2;实际气速=211、692/3600/0、38465=0、153 m/s;4、3、5、3 塔板主要工艺尺寸计算(1) 溢流装置计算 1)流型选择 由于D=0、7m, 塔径
18、较小,根据降液管与溢流方式得选择方法,塔T201选择弓形降液管,溢流方式为单溢流如图4、3、3所示。图4、3、4 降液管与塔板2)溢流堰长lw 弓形降液管得弦长称为堰长,以lw表示。 取lw=0、652D=0、6520、7 =0、4564m3)溢流堰堰高hw 降液管端面高出塔板板面得距离,称为堰高,以hw表示。 堰高与板上清液层高度及堰上液层高度得关系为 。 (4-24)式中: 板上液层高度m; 堰高,m; 堰上液层高度,m。T101得设计采用平直堰,堰上液层高度how可用费朗西斯(Francis)公式计算,即 (4-25)式中: 塔内液体流量,m3/h; 液流收缩系数。近似取 =1。所以,
19、=0、002841(4、041/0、4564) 2/3 = 0、012m 则 = 0、1-0、012 = 0、088m 4)降液管得宽度Wd与降液管得面积Af 根据Lw/D=0、652,查图4、3、5弓形得宽度与面积得: Wd/D=0、1767, Af/AT=0、12经计算得: Wd = 0、2524 m AT = 0、38465 m2 Af = 0、046 m2图4、3、5 弓形得宽度与面积降液管内液体停留时间: (4-26) 式中: 液体在降液管内得停留时间,s; 降液管面积,m2 ; 塔板间距,m ; 液体负荷,m3 /s。由上式计算得=0、046*0、6/(4、041/3600)=24
20、、59s5)降液管底隙高度 降液管底隙高度就是指降液管下端与塔板间得距离,以h0表示。降液管底隙高度h0应低于出口堰高度hw,才能保证降液管底端有良好得液封,一般不应低于6mm,即:降液管底隙高度一般不宜小于2025mm,否则易于堵塞,或因安装偏差而使液流不畅,造成液泛。 因此:= 0、088 - 0、006 = 0、082 m。6)浮阀布置 一般在正常负荷情况下希望浮阀处在刚全开时操作,实验结果表明一般阀此时得动能因数 =811,由此确定阀数。 孔速u0由下式计算 (4-27)式中: 阀孔动能因数; 孔速,m / s; 气相密度,/m3 。 (4-28)式中: 上升气体得流量,m3/s;阀孔
21、直径,=0、039m。F1型浮阀得孔径为39,故浮阀个数N为N=837Vs/u0对于塔T201,取阀孔动能因数 =10, 则孔速 = 10/1、8750、5 =7、303 m / s浮阀个数 =837*211、692/3600/7、303 = 6、74个=7个取边缘区宽度W=0、05m,破沫区宽度W=0、04m=0、7/2-0、05=0、3m=0、7/2-(0、2524+0、04)=0、0576m=2*0、0576(0、32-0、05762)0、5 +3、14/180/0、32/arcsin(0、0576/0、3)=0、0345m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取排与排间阀孔中心距t75,则
22、同一横排得阀孔中心距 =0、0345/7/75*1000=66考虑到塔得直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块板得支撑与衔接也要占去一部分鼓泡去面积,因而排间距不宜采用66,而应小于此值,故取t=60按N=8,重新核算孔速及阀孔动能因子 u0 =211、692/3600/(3、14/40、03928)=6、6586m/sF0 =u0 1、8750、5=6、65861、8750、5=9、1176阀孔动能因子变化不大,仍在913范围内。塔板开孔率=0、153/9、1176= 2、3% 7)进口堰与受液盘 不设进口堰,受液盘采用凹形受液盘,其深度取50。 8)液面梯度 浮阀她盘上液相流动阻力较小,股
23、液面梯度很小,在计算时一般可以忽略不计。 4、3、5、4 流体力学计算与校核 (1)气体通过塔板得压降 (4-29)1)干板压降 阀全开前() (4-30)阀全开后() (4-31)u0c=7、442m/s 且u0 u0c故应按计算干板阻力,即hc=0、04m2)板上充气液层阻力 取0=0、5,hL=0、1 m,则=0、50、1=0、05m式中: hl 板上充气液层阻力,m液柱; hL 板上清液层高度,m液柱。3)液体表面张力所造成得阻力:此阻力很小,忽略不计。 因此与气体流经塔板得压降相当得液柱高度为 =0、04+0、05=0、09m=0、09*673、647*9、8=594、157Pa(3
24、)淹塔为了防止淹塔现象得发生,要求控制降液管中清液层高度, (4-32)式中:系数,就是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素得校正系数。对于一般得物系,取0、30、4;对于不易发泡得物系,取0、60、7。 (4-33)1)与气体通过塔板得压强降所相当得业主高度hp前以算出hp=0、09m 液柱2)液体通过降液管得压头损失:因不设进口堰,故按式 (4-34)经计算得hd=0、02452 m 液柱3)板上液层高度:前已选定板上液层高度为hL=0、1m则Hd=0、09+0、02452+0、1=0、2145 m取=0、7,又已选定HT= 0、6 m , hw=0、088 m。则(HT +hw)=0、7
25、*(0、6+0、088)=0、4816 m可见Hd(HT +hw),符合防止淹塔得要求。(4)雾沫夹带泛点率就是指设计负荷与液泛点负荷之比,以百分数表示。泛点率可由下两式确定:泛点率 (4-35)泛点率 (4-36)上二式中: 板上液体流径长度。对单溢流塔板,其中为塔径,为弓形降液管宽度; 板上液流面积,m2。,其中为塔截面积,为弓形降液管截面积; 泛点负荷系数; 物性系数。=0、7-2*0、2524=0、1952m=0、38465-2*0、046=0、29265m2取物性系数K=1、0,由气相密度(g)在泛点负荷因数图(图4、3、6) -(g)查得泛点负荷系数=0、14图4、3、6 泛点负荷
26、因数泛点率1=37、66%,泛点率2=32、7%。可见两泛点率都在80%一下,故可知雾沫夹带量能够满足ev0、1kg(液)/kg(气)得要求。(5)塔板负荷性能图1)雾沫夹带线由式(4-35),按泛点率为80%计算如下:Vs(1、875/(673、647-1、875) 0、5+1、36*Ls*0、1952=1*0、14*0、29265*0、8整理得2、79Vs+265、472Ls=32、7768由上式可知雾沫夹带线为直线,则在操作范围内任取两个Ls值,依似算出得Vs值列于表4、3、8。据此,可做出雾沫夹带线。表4、3、8 雾沫夹带线雾沫夹带线Ls(*103m3/s)1、4845、938Vs(m
27、3/s)11、60711、1892)液泛线由式(4-33),得:整理可得: Vs2=27、655-8641、085Ls2-133、526Ls2/3在操作范围内任取若干个Ls值,依式计算出相应得Vs值,列于表4、3、9。表4、3、9 液泛线液泛线Ls(*103m3/s)1、4842、9694、4535、938Vs(m3/s)5、0894、9824、8864、7933)液相负荷上限线 液相负荷上限线就是液体中夹带得气泡得以分离,液体在降液管内得停留时间不应小于35s,所以对液体得流量应有一个限制,其最大流量必须满足下述条件。 t= AfHT/Ls35s取t=5s为液体在降液管中得停留时间得下限,所
28、对应得为液体得最大流量(Ls)max,即液相负荷上限。依下式计算:Ls=0、0460、6/5=5、52*10-3 m3/s ,液相负荷上限线与气相负荷无关得一条直线。4)漏液线 对于F1型重阀,因F0 5 时,会发生严重漏液,故取F0 =5时计算相应得气相流量VSmin、。Vsmin、=3、14/40、039 851、8750、5=1、6769 m3/s5)液相负荷下限线 取堰上液层高度how=0、006m作为液相负荷下限条件,作出液相负荷下限线,该线为与气相流量无关得竖直线。 0、00284E(3600Ls / lw) 2/3 =0、006取E=1、0,则:Lsmin =(0、006*100
29、0/2、84)1、51、8312/3600=7、50610-5m3/s根据以上数据做出塔板负荷性能图。如图4、3、7。图4、3、7 塔板负荷性能图从图可以瞧出操作点处在适宜操作区内得适中位置。现将计算结果汇总如表4、3、9,操作弹性9、5/1、6769 =5、665。表4、3、10 浮阀塔板工艺设计算结果序号项目数值1塔内径D(m)0、72板间距HT(m)0、63溢流形式单溢流4降液管形式弓形5堰长lw(m)0、45646堰高hw(m)0、0887板上液层高度hL(m)0、18堰上液层高how(m)0、0129降液管底隙高h0(m)0、08210浮阀直径d0(m)0、03911浮阀个数n(个)812孔心距t(m)0、07513安定区宽度Ws(m)0、0414边缘区宽度Wc(m)0、0515开孔区面积Aa(m2)0、034516开孔率2、317孔速u(m/s)0、85618每层塔板压降p(Pa)594、15719操作弹性5、6654、3、6 KG-tower设计校核采用软件KG-tower对计算结果进行校核,其结果如下。 校核结果与计算结果较为一致,说明计算就是可行得。